年产十五万吨合成氨毕业设计

摘要本文主要是合成氨合成工段的设计，主要包括物料计算、热量计算以及设备的选型，生产产品为液氨，生产能力为15万吨液氨/年。与传统流程相比拟，具有节能低耗的特点，通过设计两个串联的氨冷器，在低压下，既减少了动力消耗，又保证了合成塔入口氨含量的要求。合成塔出口气体经废热锅炉、水冷器冷却至常温，进入氨别离器后局部氨被冷凝并被别离出来，再进入冷凝塔上部的冷交换器冷却后与新鲜气混合，进入氨冷器1冷却至0摄氏度，为降低其负荷进入氨冷器2继续冷却至-15摄氏度使绝大局部氨冷凝下来，并在冷凝塔下部使液氨别离出来，循环气经冷凝塔上的换热器加热至22摄氏度后经循环压缩机补充压力至15MPa后进入合成塔，开始下一个循环。关键词：合成氨；合成工段；节能低耗AbstractThisarticleismainlyammoniasynthesissectiondesign,includingthecalculationofmaterial,heatcalculationandequipmentselection,fortheproductionofliquidammonia,liquidammoniaproductioncapacityof150000tons/year.ComparedwiththetraditionalproCesscomparedwithenergysaving,lowconsumption,throughthedesignofthetwoseriesoftheammoniacooler,underlowpressure,whichreducespowerconsumption,andensuresthatthesynthetictowerentranceammoniacontentrequirement.Synthesistoweroutletgaswasteheatboiler,watercoolercoolingtoroomtemperature,ammoniaintoammoniaseparatorafterbeingcondensedandseparatedoutagainintothecondensingtower,theupperpartofthecoldheatexchangercoolingandfreshgasmixture,intotheammoniacooler1iscooledto0degreesCelsius,toreducetheloadintotheammoniacooler2continuedcoolingto-15degreesCmakemostammoniacondensed,andthecondensingtowerbottomsothattheliquidammoniaisseparated,circulatinggasbycondensationtowerheatexchangerheatingto22degreesCaftercirculatingcompressoraddedpressureto15MPaafterenteringsynthetictower,thestartofthenextcycle.Keywords:ammoniasynthesis;synthesisprocess;Lowenergyconsumption目录TOC\o"1-2"\h\u前言1第1章说明书21.1合成氨的原料组成21.2合成氨的方法21.3合成氨的工艺流程21.3合成氨的机理和反响条件确实定41.4合成氨的催化剂5第2章原材料及产品主要技术规格72.1原材料技术规格72.2氨水产品技术规格72.3液氨产品技术规格7第3章工艺流程简述93.1工艺流程图93.2流程简述93.3设计规模及特点10第4章物料计算114.1设计要求114.2带工作点的工艺流程简图114.3物料计算11第5章热量衡算285.1冷交换器热量计算285.2氨冷凝器热量计算305.3循环机热量计算325.4合成塔热量衡算335.5沸热锅炉热量计算345.6热交换器热量计算355.7水冷器热量衡算365.8氨别离器热量衡算37第6章设备的选型与计算386.1合成塔催化剂层设计386.2热锅炉设备工艺计算426.3热交换器设备工艺计算456.4水冷器设备工艺计算506.5冷交换器设备工艺计算52参考文献58致谢59前言氨在国民经济中占有重要地位。现在约有80%的氨用来制造化学肥料，其余作为生产其他化工产品的原料。除液氨可直接作为肥料外，农业上使用的氨肥，例如尿素、硝酸铵、磷酸铵、硫酸铵、氯化铵、氨水以及各种含氮混肥和复肥，都是以氨为原料的。氨在工业上主要用来制造炸药和各种化学纤维及塑料，从氨可以制的硝酸，进而再制造硝酸铵、硝化甘油、三硝基甲苯和硝基纤维素等。在化纤和塑料工业中，那么以氨、硝酸和尿素等作为氮源，生产己内酰胺、尼龙6单体、己二胺、人造丝、丙烯腈、酚醛树脂和脲醛树脂等产品。氨的其他工业用途也十分广泛，例如，用作冰、空调、冷藏等系统的制冷剂，在冶金工业中用来提取矿石中的铜、镍等金属，在医药和生物化学方面用作生产磺胺类药物、维生素、蛋氨酸和其他氨基酸等等。合成氨是一个产量吨位大、与国名经济密切，特别是对开展农业具有重要意义的化工产品，现在全世界的生产能力和年产量都以亿吨计，主要用作肥料和生产其他肥的原料。从二战结束以后，随着科技的进步和原料路线的转变，机械和设备制作、炼金材料和新催化剂的开发，合成氨生产面貌有了重大的变化。本文主要是合成氨合成工段的设计，主要包括物料计算、热量计算以及设备的选型，生产产品为液氨，生产能力为15万吨液氨/年。与传统流程相比拟，具有节能低耗的特点，通过设计两个串联的氨冷器，在低压下，既减少了动力消耗，又保证了合成塔入口氨含量的要求。第1章说明书1.1合成氨的原料组成合成氨的主要原料可分为固体原料、液体原料和气体原料。经过近百年的开展，合成氨技术趋于成熟，形成了一大批各有特色的工艺流程，但都是由三个根本局部组成，即原料气制备过程、净化过程以及氨合成过程。1.2合成氨的方法〔1〕天然气制氨。天然气先经脱硫，然后通过二次转化，再分别经过一氧化碳变换、二氧化碳脱除等工序，得到的氮氢混合气，其中尚含有一氧化碳和二氧化碳约0.1%～0.3%〔体积〕，经甲烷化作用除去后，制得氢氮摩尔比为3的纯洁气，经压缩机压缩而进入氨合成回路，制得产品氨。以石脑油为原料的合成氨生产流程与此流程相似。〔2〕重质油制氨。重质油包括各种深度加工所得的渣油，可用局部氧化法制得合成氨原料气，生产过程比天然气蒸汽转化法简单，但需要有空气别离装置。空气别离装置制得的氧用于重质油气化，氮作为氨合成原料外，液态氮还用作脱除一氧化碳、甲烷及氩的洗涤剂。〔3〕煤〔焦炭〕制氨。随着石油化工和天然气化工的开展，以煤〔焦炭〕为原料制取氨的方式在世界上已很少采用，但是由于我国煤拥有极大的储量，并且煤产量较大，所以在我国用煤制氨的方法依然运用很广泛。本设计采用的就是以煤〔焦炭〕来制氨的方法。1.3合成氨的工艺流程(1)原料气制备将煤和天然气等原料制成含氢和氮的粗原料气。对于固体原料煤和焦炭，通常采用气化的方法制取合成气；渣油可采用非催化局部氧化的方法获得合成气；对气态烃类和石脑油，工业中利用二段蒸汽转化法制取合成气。(2)净化对粗原料气进行净化处理，除去氢气和氮气以外的杂质，主要包括变换过程、脱硫脱碳过程以及气体精制过程。①一氧化碳变换过程在合成氨生产中，各种方法制取的原料气都含有CO，其体积分数一般为12%~40%。合成氨需要的两种组分是H2和N2，因此需要除去合成气中的CO。变换反响如下：CO+H2O→H2+CO2ΔH=-41.2KJ/mol由于CO变换过程是强放热过程，必须分段进行以利于回收反响热，并控制变换段出口剩余CO含量。第一步是高温变换，使大局部CO转变为CO2和H2；第二步是低温变换，将CO含量降至0.3%左右。因此，CO变换反响既是原料气制造的继续，又是净化的过程，为后续脱碳过程创造条件。②脱硫脱碳过程各种原料制取的粗原料气，都含有一些硫和碳的氧化物，为了防止合成氨生产过程催化剂的中毒，必须在氨合成工序前加以脱除，以天然气为原料的蒸汽转化法，第一道工序是脱硫，用以保护转化催化剂，以重油和煤为原料的局部氧化法，根据一氧化碳变换是否采用耐硫的催化剂而确定脱硫的位置。工业脱硫方法种类很多，通常是采用物理或化学吸收的方法，常用的有低温甲醇洗法(Rectisol)、聚乙二醇二甲醚法(Selexol)等。粗原料气经CO变换以后，变换气中除H2外，还有CO2、CO和CH4等组分，其中以CO2含量最多。CO2既是氨合成催化剂的毒物，又是制造尿素、碳酸氢铵等氮肥的重要原料。因此变换气中CO2的脱除必须兼顾这两方面的要求。一般采用溶液吸收法脱除CO2。根据吸收剂性能的不同，可分为两大类。一类是物理吸收法，如低温甲醇洗法(Rectisol)，聚乙二醇二甲醚法(Selexol)，碳酸丙烯酯法。一类是化学吸收法，如热钾碱法，低热耗本菲尔法，活化MDEA法，MEA法等。③气体精制过程经CO变换和CO2脱除后的原料气中尚含有少量剩余的CO和CO2。为了防止对氨合成催化剂的毒害，规定CO和CO2总含量不得大于10cm3/m3(体积分数)。因此，原料气在进入合成工序前，必须进行原料气的最终净化，即精制过程。目前在工业生产中，最终净化方法分为深冷别离法和甲烷化法。深冷别离法主要是液氮洗法，是在深度冷冻(<-100℃)条件下用液氮吸收别离少量CO，而且也能脱除甲烷和大局部氩，这样可以获得只含有惰性气体100cm3/m3以下的氢氮混合气，深冷净化法通常与空分以及低温甲醇洗结合。甲烷化法是在催化剂存在下使少量CO、CO2与H2反响生成CH4和H2O的一种净化工艺，要求入口原料气中碳的氧化物含量(体积分数)一般应小于0.7%。甲烷化法可以将气体中碳的氧化物(CO+CO2)含量脱除到10cm3/m3以下，但是需要消耗有效成分H2，并且增加了惰性气体CH4的含量。甲烷化反响如下：CO+3H2→CH4+H2OΔH=-206.2KJ/molCO2+4H2→CH4+2H2OΔH=-165.1KJ/mol(3)氨合成将纯洁的氢、氮混合气压缩到高压，在催化剂的作用下合成氨。氨的合成是提供液氨产品的工序，是整个合成氨生产过程的核心局部。氨合成反响在较高压力和催化剂存在的条件下进行，由于反响后气体中氨含量不高，一般只有10%~20%，故采用未反响氢氮气循环的流程。氨合成反响式如下：N2+3H2→2NH3(g)ΔH=-92.4KJ/mol1.3合成氨的机理和反响条件确实定合成氨的反响为N2+3H2→2NH3(g)ΔH=-92.4KJ/mol可以看出氨的合成是一个放热、气体总体积缩小的可逆反响。〔1〕在反响热力学方面：合成氨的热效应不仅取决于温度，而且与气体的组成、压力有关，氢、氮混合却完全转化为氨，在不同压力温度下的反响热计算式为-ΔHr=3.83408+〔22.83+3.5196x104T-1+1.9249x1010T-3〕p+22.3875T+1.057x10-3T2-7.0832x10-6T3KJ/Kmol式中p为合成压力(MPa)根据拉休经验关系式lgKp=2074.8/T-2.4993lgT+aT+1.856x10-7+ca、c和压力有关，一直氨合成的Kp值后，就可以求得该反响条件下的平衡物系中氨的含量设平衡时总压力为p，NH3的摩尔分率为x(平衡氨含量)，H2/N2的混合比为R，惰性气体的含量为i时，那么各组分的平衡分压为：PNH3=pxpN2=p(1-x-i)/(1+R)pH2=pR(1-x-i)/(1+R)代入Kp=pNH3/pN20.5pH23整理得x/(1-x-i)2=KpR1.5p/(1+R)2p根据该式可知温度对平衡氨含量有显著的影响，压力一定时，温度下降，平衡氨含量增加，但是化学反响速度降低，到达平衡时间较长，为了工业上的较快反响速度，必须在催化剂的起燃温度〔400-450℃〕进行反响，要保持一定数量的平衡氨含量，所以必须在高压进行氨的合成，因为温度一定是，压力上升，平衡氨含量增加。另外，在原料气N2+3H2时，NH3的平衡浓度到达最大值，惰性气体存在是，平衡浓度降低，但影响较小，故无需一直排空，只需要定期排空即可。〔2〕在反响动力学方面：在固相催化剂作用下，氢氮混合反响生成氨，工业上称之谓气固相催化反响过程。由于反响速度对合成塔的设计和操作条件是重要因素，为此，对合成氨反响的机理及其反响速度进行了研究合成氨过程可以分为以下四个过程：1、N2分子吸附2、H2分子的吸附3、在催化剂外表进行反响4、氨的脱附根据以上机理，杰姆金-佩日夫认为氨的脱附是控制步骤，并提出在铁的催化剂上氨的微分动力学方程：rNH3=dpNH3/dt=K1pN2(pH23/pNH3)-K2(pNH32/pH2)1-a式中rNH3——反响速度，mol(NH3)/(h·m3)(催化剂)K1、K2——氨合成及分解反响的速度常数pN2、pH2、pNH3——N2、H2、NH3气体分压MPaa——常数，是催化剂性质及反响条件而定对于一般的催化剂a=0.5，平衡时反响速度等于0，对于一般的铁催化剂，正反响活化能等于KJ/mol之间，而逆反响的活化能在163-193Kj/mol当反响据平衡甚远时不在适用，特别是当pNH3=0时，由此得rNH3=无穷大，这显然是不合理的，为此，杰姆金提出了远离平衡时的动力学方程：rNH3=K1pN2〔1-a〕PH2a根据平衡研究，H2：N2之比为3:1时最正确，但是根据在催化剂上氨合成研究说明，氮气体分压提高有利于提高氨合成的化学反响速率，从而提高收率，所以实际生产中，氢氮比为左右。1.4合成氨的催化剂热力学计算说明，低温、高压对合成氨反响是有利的，但无催化剂时，反响的活化能很高，反响几乎不发生。当采用铁催化剂时，由于改变了反响历程，降低了反响的活化能，使反响以显著的速率进行。小合成氨厂使用的氨合成催化剂一般是国产的A系列，主要有A106，A110，A110-2，A110-3，本次设计主要应用的是A106型催化剂，其主要成分是Fe3O4,Al2O3,K2O,Cao,SiO2,其中Fe3O4是主要成分，约占90%，其余组成统称促进剂。Al2O3：是结构性助催化剂，在催化剂制备过程中通过熔融进入四氧化三铁晶格，Al2O3能通尖晶石型的Fe3O4作用生成FeAl2O4,形成铝酸盐，以代替三氧化二铁，均匀的分布在催化剂晶格内。在四氧化三铁被复原时，Al2O3未被复原，在中间起骨架作用，增加a-Fe外表积和保持多孔结构。K2O：试点自行助催化剂，它可以提高催化剂的固有活性，当四氧化三铁被复原时，K2O未被复原，他聚集在a-Fe晶粒的界面上，由于它的强碱性，使外表逸出功降低，有利于氮的吸附。可提高催化剂活性。但另一方面会降低铁的比外表积。CaO：能与氧化铝及氧化硅形成硅铝酸盐化合物，减少K2O与氧化铝和氧化硅的作用，可是大局部的K2O余留下来做活化铁使用，提高热稳定性和抗毒害能力SiO2：能减弱促进剂的作用，但另一方面能提高热稳定性和抗水汽毒害能力第2章原材料及产品主要技术规格2.1原材料技术规格表2-1原材料技术规格序号名称规格成分百分含量〔摩尔〕1精练气氢气氮气氨气甲烷氩气72.7625.9200.980.342.2氨水产品技术规格表2-2氨水产品技术规格序号名称规格标准等级组分百分含量12农业用氨水工业用氨水一级品二级品三级品一级品二级品三级品氨氨氨氨残渣氨残渣氨残渣＞20＞18＞15＞25＜0.3＞20＜0.3＞20＜0.5部标HGI-88-64部标HGI-88-642.3液氨产品技术规格表2-3液氨品技术规格序号名称规格国家标准等级组分百分含量12液氨液氨一级品二级品氨水和油氨水和油＞99.8＜0.2＞99.5＜0.5GB356-65GB356-65第3章工艺流程简述3.1工艺流程图图3-1工艺流程图3.2流程简述由氮氢气压缩机送来的35℃～45℃的新鲜气，与放空后经冷交换器来的循环气混合，而后温度被降至20℃，进入氨冷器Ⅰ。气体管内流动，液氨在管外蒸发，由于氨大量蒸发吸收了混合气的热量，使管内气体进一步被冷却至0℃左右，为降低氨冷器Ⅰ负荷，进入氨冷器Ⅱ继续冷却至-15℃左右，出氨冷器后的气液混合物，在冷交换器的下部用别离器将液氨别离，别离出的液氨进入液氨贮罐，分氨后的循环气上升至上部换热器壳程被热气体加热至22℃后出冷交换器，然后，气体经循环压缩机，补充压力至15兆帕，由合成塔的下部进入进行合成反响，气体氨含量增加到16.5﹪，再经塔内下换热器将热量移走，后进入沸热锅炉，副产1.3Mpa蒸气。换热产生蒸汽后进入循环器加热器一次出塔气体至160℃，本身温度降至112℃左右进水冷器被冷却产生局部液氨，温度降至35℃，混合气液进氨别离器，别离液氨，别离的液氨去液氨罐贮存，出氨别离器的气体那么局部放空，放空气去氢回收装置，放空后的循环气经冷交换器降温至17℃与新鲜气混合，继续下一循环。3.3设计规模及特点本工段生产液氨，生产能力为15万吨液氨/年，与传统流程相比拟，具有节能低耗的特点，通过设计两个串联的氨冷器，在低压下，既减少了动力消耗，又保证了合成塔入口氨含量的要求；现具体起来如下：〔1〕循环机位置：本工段设置在氨别离系统后，合成塔之前，从而充分利用循环机压缩功，提高进合成塔温度，减少冷量消耗，降低氨冷器负荷，同时提高进塔压力，提高合成率，而进循环机的氨冷量较低，防止了塔后循环机流程容易带液氨而导致循环机泄漏。〔2〕反响热回收的方式及利用：这涉及到废热锅炉的热量利用几合成塔塔外换热器如何科学设置的问题，废热锅炉的配置实际上是如何提高反响热的回收率和获得高品位热的问题，本设计选择塔后换热器及后置锅炉的工艺路线，设置塔后换热器使废热锅炉出口气体与合成塔二进气体换热，充分提高合成塔二进温度，相应提高了合成塔二出温度，进废热锅炉的气体温度为360度，副产1.3兆帕的中压蒸汽，充分提高回收热量品位。〔3〕采用“二进二出〞合成流程：全部冷气经合成塔环隙后进入热交换器，可使合成塔体个点温度分布均匀，出口气体保持较低温度，确保合成塔长期平安稳定运行，与循环机来的冷气直接进入热交换器相比，使热交换器出口温度增大。进入水冷的气体温度降低意味着合成余热回收率高和水冷负荷低。〔4〕水冷器、氨冷器的设置：水冷后别离液氨再进行冷交，氨冷有利于降低后续氨冷的负荷，边冷却边别离液氨，即提高了液氨的别离效果，又防止了气液两相流的存在，通过设置两氨冷器的冷凝充分解决了低压下，水冷后很少有氨冷凝下来的矛盾，到达了进一步冷却，保证合成塔入口氨冷量的要求。〔5〕补充气及放空点位置设置：补充气设置在冷交的二次入口，以便减少系统阻力，并通过氨冷进一步洗脱微量二氧化碳和一氧化碳及氨基甲酸等杂质，有利于保护触媒防止管道和设备堵塞。放空点设置在冷交换器和氨别离器之间，氨分后有效气体浓度较低，惰性气体含量较高，有利于降低新鲜气单耗。第4章物料计算4.1设计要求年工作日：330天；系统工作压力：15MPa精练气组成〔％〕：H272.76,N225.92,CH40.98,Ar0.34合成塔进气〔％〕：NH32.5,CH4+Ar15;出气，NH316.5水冷器出口温度：35℃设计裕度：10％4.2带工作点的工艺流程简图图4-1带工作点的工艺流程简图4.3物料计算4.3.1合成塔物料计算合成塔入口气组分：入塔氨含量：y4NH3=2.5％;入塔甲烷含量：y4CH4=15.00％x0.98/〔0.98+0.34〕x100％=11.136％；入塔氢含量：y4H2=［100-〔2.5+11.136+3.864〕］x3/4x100％=61.875％；入塔氩含量：y4Ar〔0.98+0.34〕x100％=3.864％；入塔氮含量：y4N2=［100-〔2.5+11.136+3.864〕］x1/4x100％=20.625％表4-1入塔气组分含量〔％〕NH3CH4ArH2N2小计2.511.1363.86461.87520.625100合成塔出口气组分：以1000Kmol入塔气作为基准求出塔气组分，由下式计算塔内生成氨含量：MNH3=M4(y7NH3-y4NH3)/(1+y7NH3)=1000(0.165-0.025)/(1+0.165)=120.172Kmol出塔气量:M7=入塔气量—生成氨含量=1000-120.172=879.828Kmol出塔氨含量：y7NH3=16.5％出塔甲烷含量：y7CH4=(M4/M7)y4CH4=(1000/879.828)x11.136％=12.657％出塔氨含量：y7Ar=(M4/M7)y4A％=4.392％出塔氢含量：y7H2=3/4(1-y7NH3-y7CH4-y7Ar)x100％=3/4(1-0.165-0.12657-0.043921)x100％=49.838％出塔氮含量：y7N2=1/4(1-0.0165-0.12657-0.04392)x100％=16.612％表4-2出塔气体组分含量〔％〕NH3CH4ArH2N2小计16.512.6574.39249.83816.612100合成率：合成率=2MNH3/［M4(1-y4NH3-y4CH4-y4Ar)］x100％=2x120.172/［1000(1-0.025-0.11364-0.03964)］x100％=29.133％4.3.2氨别离器气液平衡计算表4-3氨别离器入口混合物组分m(i)mNH3mCH4mH2mArmN2小计0.1650.126570.043920.498380.166121.00000表4-4查35℃，P=14.4555MPa各组分平衡常数：KNH3KCH4KArKH2KN20.1388822.648562.825780.377172.8704设〔V/L〕=29.85时，带入Lx(i)=m(i)/［1+(V/L)xK(i)］=L(i):LNH3=mNH3/［1+(V/L)xKNH3］=0.032066KmolLCH4=mCH4/［1+(V/L)xKCH4］=0.000187KmolLAr=mAr/［1+(V/L)xKAr］=0.000023KmolLH2=mH2/［1+(V/L)xKH2］=0.000208KmolLH2=mN2)/［1+(V/L)xKN2］=0.000077KmolL总=L(NH3)+L(CH4)+L(Ar)+L(H2)+L(N2)=0.032559Kmol别离气体量：V=1-L=1-0.032559=0.967441Kmol；计算气液比：〔V/L〕＇=0.967441/0.032559=29.713;误差［〔V/L〕-〔V/L〕＇］/〔V/L〕=〔〕/29.85X100％=0.46％，结果合理从而可计算出液体中各组分含量：液体中氨含量：xNH3=LNH3/L=0.03266/0.032559x100％=98.48％液体中氩含量：xAr=LAr/L=0.000023/0.032559xI00％=0.07％液体中甲烷含量：xCH4=LCH4/L=0.00185/0.032559x100％=0.57％液体中氢含量：xH2=LH2/L=0.000208/0.032559x100％=0.64％液体中氮含量：xN2=LH2/L=0.000077/0.032559x100％=0.24％表4-5氨别离器出口液体含量〔%〕NH3CH4ArH2N2小计98.480.570.070.640.24100.00别离气体组分含量：气体氨含量yNH3=［mNH3-LNH3］/V=(0.165-0.02066)/0.967441x100％=13.410％气体甲烷含量yCH4=［mCH4-LCH4］/V=(0.12657-0.00185)/0.967441x100％=13.064％气体氩含量yAr=［mAr-LAr］/V=(0.04392-0.000023)/0.967441x100％=4.537％气体氢含量yH2=［mH2-LH2］/V=(0.49838-0.000208)/0.967441x100％=51.494％气体氮含量yN2=［mN2-LN2］/V=(0.11654-0.000077)/0.967441x100％=17.163％表4-6氨别离器出口气体含量NH3CH4ArH2N2小计13.41013.0644.53751.49417.163100.004.3.3冷交换器气液平衡计算表4-7查t=15℃,p=13.062MPa的平衡常数KNH3KCH4KArKH2KN20.0252274.58572.752133.32693.699冷交换器出口液体组分含量：出口液体甲烷含量xCH4=yCH4/KCH4=0.11136/74.585x100％=0.149％出口液体氨含量xNH3=yNH3/KNH3=0.025/0.02522x100％=99.110％出口液体氩含量xAr=yAr/KAr=0.03864/72.725x100％=0.053％出口液体氢含量xH2=yH2/KH2=0.61875/133.32x100％=0.464％出口液体氮含量xN2=yN2/KN2=0.20625/93.966x100％=0.149％表4-8冷交换器出口液体组分含量〔％〕NH3CH4ArH2N2小计99.1100.1490.0530.4640.149100.004.3.4液氨贮槽气液平衡计算由于氨别离器液体和冷交换器出口别离液体集合后进入液氨贮槽经减压后溶解在液氨中的气体会解吸，即弛放气;两种液体百分比估算值，即水冷后别离液氨占总量的白分数.G％=〔1+y4NH3〕x(y7NH3-yNH3分)/([y7NH3-y4NH3)x(1-yNH3分)]=[(1+0.025〕x〔〕]/[〔〕x〔1-0.13741〕]x100％=23.418％水冷后别离液氨占总量的23.418％冷交，氨冷后别离液氨占总量的76.582％.液氨贮槽入口1Kmol液体计算为准，即L0=1Kmol，入口液体混合后组分含量：m(0i)=L(14)xX14i+L15xX15i=G％xL0xX14i+(1-G％)xX15i=0.23418xX15i+0.76582X15i混合后入口氨含量：m0NH3=0.23418x0.9848+0.76582x0.9911=0.9896混合后入口甲烷含量:m0CH4=0.23418x0.0057+0.76582x0.00149=0.00247混合后入口氩含量:m0Ar=0.23418x0.0070+0.76582x0.00053=0.0005混合后入口氢含量：m0H2=0.23418x0.0064+0.76582x0.00464=0.00505混合后入口氮含量：m0N2=0.23418x0.0024+0.76582x0.00224=0.00228表4-9液氨贮槽入口液体含量m0NH3m0CH4m0Arm0H2m0N2小计0.98960.002470.00050.005050.002281.0000表4-10t=17℃P=1.568MPa平衡常数KNH3KCH4KArKH2KN20.598170540575620根据气液平衡L(i)=m(0i)/[1+(V/L)xK(i)],设(V/L)=0.0275,代入上式得:出口液体氨含量：LNH3=m0NH3/[(1+(V/L)xKNH3]=0.989/(1+0.0275x0.598)=0.972999Kmol出口液体甲烷含量：LCH4=m0CH4/[1+(V/L)xKCH4]=0.002476/(1+0.0275x170)=0.000436Kmol出口液体氩含量：LAr=m0Ar/[1+(V/L)xKAr]=0.00057/(1+0.0275x540)=0.000036Kmol出口液体氢气含量：LH2=m0H2/[1+(V/L)xKH2]=0.005052/(1+0.0275x575)=0.003Kmol出口液体氮气含量：LN2=m0N2/[1+(V/L)xKN2]=0.002277/(1+0.0275x620)=0.000126KmolL(总)=0.973897,V=1-0.973897=0.026103Kmol(V/L)＇=V/L=0.0268,误差(0.275-0.0268)/0.0275=2.4％当V/L=0.025时LNH3=0.974432Kmol,LCH4=0.000472KmolLAr=0.000039Kmol,LH2=0.000328KmolLN2=0.000138Kmol，V=1-L(总)=0.024591(V/L)＇=V/L=0.024591/0.975409=0.0251误差(0.025-0.0252)/0.025x100％=0.4％出口液体组分含量：出口液体氨含量：xNH3=LNH3/L=0.974432/0.975409x100％=99.9％出口液体甲烷含量：xCH4=LCH4/L=0.000472/0.975409x100％=0.048％出口液体氩含量：xAr=LAr/L=0.000039/0.975409x100％=0.004％出口液体氢气含量：xH2=LH2/L=0.000328/0.975409x100％=0.034％出口液体氮气含量：xN2=LN2/L=0.000138/0.975409x100％=0.014％表4-11液氨贮槽出口液氨组分〔％〕NH3CH4ArH2N2小计99.90.0480.0040.0340.0141.000出口弛放气组分含量：弛放气氨含量：yNH3=(M0NH3-LNH3)/V=(0.98962-0.97443)/0.024591x100％=61.78％弛放气甲烷含量：yCH4=(M0CH4-LCH4)/V=(0.00248-0.000472)/0.02459x100％=8.15％弛放气氩含量：yAr=(M0Ar-LAr)/V=(0.00057-0.000039)/0.024591x100％=2.15％弛放气氢气含量：yH2=(M0H2-LH2)/V=(0.005052-0.000328)/0.024591x100％=19.21％弛放气氮气含量：yN2=(M0N2-LN2)/V=(0.002277-0.000138)/0.024591x100％=8.69％表4-12出口弛放气组分含量NH3CH4ArH2N2小计61.788.152.1519.218.69100.004.3.5液氨贮槽物料计算以液氨贮槽出口一吨纯液氨为基准折标立方米计算液氨贮槽出口液体量L(18)=1000x22.4/(0.998998x17)=1318.969m３其中NH3L(18NH3)=L(18NH3)xX(18NH3)﹪=1317.647m３CH4L(18CH4)=L(18CH4)xX(18CH4)﹪=0.638mArL(18Ar)=L(18Ar)xX(18Ar)﹪=0.053m３H2L(18H2)=L(18H2)xX(18H2)﹪=0.053mN2L(18N2)=L(18N2)xX(18N2)﹪=0.186m液氨贮槽出口弛放气〔V/L〕=0.025V(19)=0.025xL(18)=0.025x1318.969=32.974m３其中NH3V(19NH3)=V(19NH3)×y(20NH3)﹪=20.373m３CH4V(19CH4)=V(19CH4)×y(20CH4)﹪=2.687m３ArV(19Ar)=V(19Ar)×y(19Ar)﹪=0.712m３H2V(19H2)=V(19H2)×y(19H2)﹪=6.334m３N2V(19N2)=V(19N2)×y(19N2)﹪=2.868m３液氨贮槽出口总物料=L(18)+V(19)=1318.969+32.974=1351.943m３液氨贮槽进口液体：由物料平衡，入槽总物料=出槽总物料，L(20)=L(18)+V(19)=1351.943m３入口液体各组分含量计算:L(20i)=L(18i)+V(19i)其中NH3L(20NH3)=1317.647+20.373=1338.020m３CH4L(20CH4)=0.638+2.687=3.325mArL(20Ar)=0.053+0.712=0.765m３H2L(20H2)=0.443+6.334=6.777mN2L(20N2)=0.186+2.868=3.054m入口液体中组分含量核算,由m´(0i)=L(20i)/L(20):入口液体中氨含量m´(0NH3)=1338.02/1351.943x100﹪=98.97﹪入口液体中甲烷含量m´(0CH4)=3.325/1351.943x100﹪=0.246﹪入口液体中氩含量m´(0Ar)=0.765/1351.943x100﹪=0.057﹪入口液体中氢气含量m´(0H2)=6.777/1351.943x100﹪=0.501﹪入口液体中氮气含量m´(0N2)=3.045/1351.943x100﹪=0.226﹪入口液体中组分含量m´(0i)≈M´(0i)4.3.6合成系统物料计算将整个合成看着一个系统，进入该系统的物料有新鲜补充气补V补，离开该系统的物料有放空气V放，液氨贮槽弛放气V弛，产平液氨L氨表4-13合成系统物料表：名称NH3CH4ArH2N2气量补充气—0.00980.00340.72760.259V补放空气0.1370.1300.0450.5140.017V放弛放气0.6180.0810.0210.1920.08632.974液氨0.9990.0004840.000040.0003360.00111318.969入塔气0.0250.11360.038640.618750.20625V入出塔气0.1650.1260.04390.4980.166V出根据物料平衡和元素组分平衡求V补,V放,V入,V出：循环回路中氢平衡：V补yH2补=V放yH2放＋V弛yH2弛+3/2V放yNH3放+3/2V弛yNH3弛+3/2LNH3┉┉┉┉┉┉①循环回路中氮平衡:V补yN2补=V放yN2放＋V弛yN2弛+1/2V放yNH3放+1/2V弛yNH3弛+1/2LNH3┉┉┉┉┉┉②循环回路中惰性气体平衡:V补(yCH4放+yAr放)=Ｖ弛(yCH4放+yAr放)+V弛(yCH4弛+yAr弛)V补(0.0098+0.0034)=V放(0.12938+0.4493)+32.944(0.08149+0.02159)0.01332V补=0.17431V放+3.39587┉┉┉┉┉┉③循环回路中惰性气体平衡:V出yNH3-V入yNH3入=V放y放+V弛yNH3弛+LNH30.165V出-0.025V入=0.13741V放+32.974x0.61784+1317.647┉┉┉┉┉┉④循环回路中总物料体平衡:V入=V出+V补-V放-V弛-LNH3=V出+V补－V放┉┉┉┉┉┉⑤联立①②③④⑤各式解得：V放=201.475m３;V补=2917.8m３;V出=9998.906m３;V入=11364.61m34.3.7合成塔物料计算入塔物料：Ｖ4=11364.610m3NH3V4NH3=11364.61x2.5﹪=284.115m3CH4V4CH4=11364.61x11.136﹪=1265.563m3ArV4Ar=11364.61x3.864﹪=439.129m3H2V4H2=11364.61x61.875﹪=7031.852m3N2V4N2=11364.61x20.625﹪=2343.951m3合成塔一出，二进物料，热交换器，冷气进出物料等于合成塔入塔物料即Ｖ4=V5=V6=11364.610m3出塔物料V7=9998.906m3NH3V7NH3=9998.906x16.5﹪=1649.819m3CH4V7CH4=9998.906x12.657﹪=1264.862m3ArV7Ar=9998.906x4.392﹪=439.152m3H2V7H2=9998.906x49.838﹪=4983.255m3N2V7N2=9998.906x16.612﹪=1661.018m3合成塔生成氨含量：⊿VNH3=V7NH3-V4NH3=1649.819-284.115=1365.704m3=1036.472Kg沸热锅炉进出口物料，热交换器进出口物料等于合成塔出塔物料。即V7=V8=V9=9998.906m34.3.7水冷器物料计算进器物料：水冷器进气物料等于热交换器出口物料，即V9入=9998.906m3出器物料：在水冷器中局部气氨被冷凝；由氨别离器气液平衡计算得气液比(V/L)=29.85,有如下方程:V10出/L10出=(V/L)=29.85┉┉┉┉┉┉①V10出+L10出=L9入=9998.906┉┉┉┉┉┉②将V10出=29.85L10出带入②得:L10出=324.114m3V10出=9674.792m3出口气体组分由V10i=V10出y10i得:其中，NH3V10NH3=9674.792x13.741﹪=1329.431m3CH4V10CH4=9674.792x13.064﹪=1263.910m3ArV10Ar=9674.792x4.537﹪=438.945m3H2V10H2=9674.792x51.494﹪=4981.937m3N2V10N2=9674.792x17.163﹪=1660.485m3出口液体各组分由L10i=V7i-V10i其中，NH3L10NH3=1649.819-1329.413=320.406m3CH4L10CH4=1264.862-1263.915=0.947mArL10Ar=439.152-438.945=0.207m3H2L10H2=4983.255-4981.937=1.318m3N2L10N2=1661.018-1660.485=0.533m34.3.8氨别离器物料计算进器物料：氨别离器进器总物料等于水冷器出口气液混合物总物料即V10=V10出+L10出=9674.792+324.114=9998.906m3出器物料：气液混合物在器内进行别离，分别得到气体和液体出器气体V11＝V10出＝9674.792m3，出器液体L14＝L10出＝324.114m3氨别离器出口气体放空V12=201.475m3其中，NH3V12NH3=201.475x13.741﹪=27.685m3CH4V12CH4=201.475x13.064﹪=26.321m3ArV12Ar=201.475x4.537﹪=9.141m3H2V12H2=201.475x51.494﹪=103.748m3N2V12N2=201.475x17.163﹪=34.579m34.3.9冷交换器物料计算进器物料：进器物料等于氨别离器出口气体物料减去放空气量V13=V11-V12=9674.792-201.475=9473.317m3其中，NH3V13NH3=9674.792x13.741﹪=1301.728m3CH4V13CH4=9674.792x13.064﹪=1225.658m3ArV13Ar=9674.792x4.537﹪=425.636m3H2V13H2=9674.792x51.494﹪=4890.316m3N2V13N2=9674.792x17.163﹪=1629.979m3出器物料〔热气〕：设热气出口温度17℃查t=17℃,P=13.062MPa气相平衡氨含量yNH3=8.386﹪，计算热气出口冷凝液氨时，忽略溶解在液氨中的气体。取过饱和度10﹪故V16NH3﹪=9.225﹪设热气出口氨体积为，那么：a/(9473.317-1301.728+a)=0.09225a=830.427m3L16NH3=V13NH3-a=1301.728-830.437=471.291m3冷交换器热气出口气量及组分：其中NH3V16NH3=V13NH3-L16NH3=830.437m3CH4V16CH4=V13CH4=1225.658m3ArV16Ar=V13Ar=425.636m3H2V16H2=V13H2=4890.316m3N2V16N2=V13N2=1629.979m3出口总气量V15=V12-L15NH3=9473.317-471.291=9002.026m3出口气体各组分：NH3V16NH3／V16=830.437／9002.026x100％=9.225％CH4V16CH4／V16=1225.658／9002.026x100％=13.615％ArV16Ar／V16=425.636／9002.026x100％=4.728％H2V16H2／V16=4890.316／9002.026x100％=54.325％N2V16N2／V16=1629.979／9002.026x100％=18.107％4.3.10氨冷器物料计算氨冷器Ⅰ物料计算进器物料：氨冷器进器物料等于冷交换器出器物料加上补充新鲜气物料V1=2917.8m3其中，CH4V1CH4=2917.8x0.0098=28.594m3ArV1Ar=2917.8x0.0034=9.921m3H2V1H2=2917.8x0.7276=2122.991m3N2V1N2=2917.8x0.2592=756.294m3V17〔进器气体物料〕=V1+V16=2917.8+9002.026=11919.826m3进器气体组分含量V17i=V1i+V16i其中，NH3V17NH3=V16NH3=830.437m3CH4V17CH4=28.594+1225.658=1254.252m3ArV17Ar=9.921+425.636=435.557m3H2V17H2=2122.991+4890.316=7013.307m3N2V17N2=756.294+1629.979=2386.273m3各组分百分含量y17i=V17i/V17NH3y17NH3=830.437/11919.826x100％=6.967％CH4y17CH4=1254.252/11919.826x100％=10.522％Ary17Ar=435.557/11919.826x100％=3.654％H2y17H2=7013.307/11919.826x100％=58.837％N2y17N2=2386.273/11919.826x100％=20.02％进器液体等于冷交换器冷凝液氨量L17=L17NH3=L16NH3=471.291m3进器总物料＝V17=L17=11919.826+471.291=12391.117m3出器Ⅰ物料：出器Ⅰ气体中氨含量为4.872％，设出器气体中氨含量为bm3b/(11919.826-830.437+b)=4.872％解得b=540.275m3那么氨冷器Ⅰ中冷凝液氨量：L′17NH3=V17NH3-b=830.437-540.275=290.162m3氨冷器Ⅰ出口总液氨量:L2NH3=L17NH3+L′17NH3=471.291+290.162=761.453m3氨冷器Ⅰ出口气量:V2=V17-b=11919.826-290.162=11629.664m3其中，NH3V2NH3=540.275m3CH4V2CH4=V18CH4=1254.252m3ArV2Ar=V18Ar=435.557m3H2V2H2=V18H2=7013.307m3N2V2N2=V18N2=2386.273m3各组分百分含量y2i=V2i/V2NH3y2NH3=540.275/11629.664x100％=4.646％CH4y2CH4=1254.252/11629.664x100％=10.785％Ary2Ar=435.557/11629.664x100％=3.475％H2y2H2=7013.307/11629.664x100％=60.305％N2y2N2=2386.273/11629.664x100％=20.519％出器Ⅰ总物料=V2+L2NH3=11629.664+761.453=12391.117m氨冷凝器Ⅱ物料计算进器气体物料=V2=11629.664m3进器气体组分含量V21i=V2iNH3V21NH3=V2NH3=540.275m3ArV21Ar=V2Ar=V17Ar=435.557m3CH4V21CH4=V2CH4=V17CH4=1254.252m3H2V21H2=V2H2=V17H2=7013.307m3N2V21N2=V2N2=V17N2=2386.273m3各组分含量y21i=y2iNH3NH3y21NH3=y2NH3=4.646％CH4y21CH4=y2CH4=10.785％Ary21Ar=y2Ar=3.475％H2y21H2=y2H2=60.305％N2y21N2=y2N2=20.519％进器液体等于氨冷器Ⅰ液氨量=761.453m3进器总物料等于出器Ⅰ总物料=12391.117m3出器Ⅱ物料：出器Ⅱ气体中氨含量为2.5％，设出器气体中氨含量为bⅡm3bⅡ+bⅡ)=0.025解得bⅡ=277.235m3那么氨冷器Ⅱ中冷凝液氨量：L′21NH3=V′2NH3-bⅡ=540.275-277.235=263.04m3氨冷器Ⅱ出口总液氨量:LⅡNH3=L2NH3+L′22NH3=761.453+263.04=1024.493m3氨冷器Ⅱ出口气量:VⅡ=V2-bⅡ=11629.664-263.04=11366.624m3其中，NH3VⅡNH3=277.235m3CH4VⅡCH4=V22CH4=1254.252m3ArVⅡAr=V22Ar=435.557m3H2VⅡH2=V22H2=7013.307m3N2VⅡN2=V22N2=2386.273m3各组分百分含量yⅡi=VⅡi/VⅡNH3yⅡNH3=277.235/11366.624x100％=2.439％CH4yⅡCH4=1254.252/11366.624x100％=11.035％AryⅡAr=435.557/11366.624x100％=3.832％H2yⅡH2=7013.307/11366.624x100％=61.700％N2yⅡN2=2386.273/11366.624x100％=20.994％出器Ⅱ总物料=VⅡ+LⅡNH3=11366.624+1024.493=12391.117m34.3.11冷交换器物料计算进口物料：冷交换器进口总物料等于氨冷器出口总物料其中气体入口VⅡ=11365.624m3；液体入口LNH3=1024.493m3由气液平衡计算得，以一1Kmol进口物料为计算基准：即F=1L+V=F┉┉┉┉┉┉①LxNH3+VyNH3=FmNH3┉┉┉┉┉┉②将yNH3=0.025，xNH3=0.9911代入上式：V=〔xNH3-mNH3〕/〔xNH3-yNH3〕=1.026-mNH3/0.9661┉┉┉┉┉┉③③式中mNH3可由物料平衡和氨平衡计算mNH3=V2NH3/V2V′Ⅱ=V1+V′16┉┉┉┉┉┉④V′16=V17-V12-L14┉┉┉┉┉┉⑤V′ⅡNH3=VⅡNH3+L16NH3+L′21NH3┉┉┉┉┉┉⑥式中V′Ⅱ———冷交换器入口总物料；V′16———冷交换器热气出口总物料V′ⅡNH3———冷交换器入口总氨物料将V7=9998.906m3，V12=201.475m3，L14=324.114m3代入上式解得：V16=9473.317m3∴V′Ⅱ=2917.8+9473.317=12391.117m3；V′ⅡNH3=277.235+471.291+553.202=1301.728m3∴mNH3=V′ⅡNH3/V′Ⅱ=1301.728/12391.117=0.10505代入③得：；L=1-V=0.08274；〔L/V〕=0.08274/0.91726=0.0902由〔L/V〕可求出冷交换器冷凝液体量〔L14/V3〕=〔L/V〕=0.0902冷凝液体量L14=0.0902V3=0.0902x11364.61=1025.088m3出器物料：冷交换器〔冷气〕出口气体物料等于进口总物料减去冷激液体量V3=12391.117-1025.088=11366.029m3其中NH3V3NH3％=284.151m3CH4V3CH4％=1265.721m3ArV3Ar％=7032.730m3H2V3H2％=439.183m3N2V3N2％=2344.243m3计算误差=〔V3-V4〕/V4x100％=〔〕/11364.61x100％=0.01245％校核氨别离器液氨百分数氨别离器液氨百分数：G分％=L14x14/(L14+L15x15)X100％=324.114x0.9848/(324.114x0.9848+0.9911x1025.088)X100％=23.096％冷交换器别离液氨百分数：G冷％=1-G分％=1-29.906％=76.094％计算误差=〔G′-G分〕/G′=〔23.418％-23.906％〕/23.906％=--2.041％4.3.12液氨贮槽物料计算:进槽物料：氨别离器入槽液体L14=324.114m3其中NH3L14NH3=324.114x0.9848=319.187m3CH4L14CH4=324.114x0.0057=1.847mArL14Ar=324.114x0.0007=0.227m3H2L14H2=324.114x0.0064=2.074mN2L14N2=324.114x0.0024=0.778m冷交换器入槽液体L15=1025.088m3其中NH3L15NH3=1025.088x0.9911=1015.965m3CH4L15CH4=1025.088x0.00149=1.527mArL15Ar=1025.088x0.00053=0.543m3H2L15H2=1025.088x0.004644=4.756mN2L15N2=1025.088x0.00224=2.296m入槽混合物料L20=L14+L15=324.114+1025.088=1349.202m3各组分物料含量：L20i=L14i+L15i其中NH3L20NH3=319.187+1015.965=1335.152m3CH4L20CH4=1.847+1.527=3.374mArL20Ar=0.227+0.543=0.77m3H2L20H2=2.074+4.756=6.83mN2L20N2=0.778+2.296=3.074m百分含量x20i=L20i/L20其中NH3x20NH3=1335.152/1349.202x100％=98.959％CH4x20CH4=3.374/1349.202x100％=0.25％Arx20Ar=0.77/1349.202x100％=0.057％H2x20H2=6.83/1349.202x100％=0.506％N2x20N2=3.074/1349.202x100％=0.228％出槽物料：液氨贮槽出口弛放气V19=32.974m3其中NH3V19NH3=20.373m3CH4V19CH4=2.687m3ArV19Ar=0.712m3H2V19H2=6.334m3N2V19N2=2.868m3出口液氨总物料L18=L20-L19=1349.202-32.974=1316.228m3其中NH3L18NH3=L20NH3-V19NH3=1335.152-20.373=1314.779m3CH4L18CH4=L20CH4-V19CH4=3.374-2.687=0.687mArL18Ar=L20NH3-V19NH3=0.770-0.712=0.058m3H2L18H2=L20H2-V19H2=6.83-6.334=0.496mN2L18N2=L20N2-V19N2=3.074-2.868=0.206m各组分百分含量：x18i=L18i/L18其中NH3x18NH3=1314.779/1316.228x100％=99.892％CH4x18CH4=0.687/1316.228x100％=0.052％Arx18Ar=0.058/1316.228x100％=0.004％H2x18H2=0.496/1316.228x100％=0.038％N2x18N2=0.206/1316.228x100％=0.016％液氨产量核算:mNH3=1314.779/22.4x17=997.82Kg表4-14物料计算汇总表：〔21〕氨冷器Ⅰ出口〔气体〕〔3〕〔4〕冷交换器冷气出口％m3/tNH3m3/hKmol/h％m3/tNH3m3/hKmol/hNH34.646540.27510231.927456.7829.225830.43715727.646702.127CH410.7851254.25223754.2791060.45913.6151225.65823212.7371036.283Ar3.745435.5578249.014368.2604.728425.6368061.120359.871H260.3057013.307132825.025929.68854.3254890.31692617.6954134.719N220.5102386.27345193.6242023.50318.0171629.97930870.1721378.133∑100.00011629.664220254.2079832.777100.0009002.026170489.3707611.133〔4〕〔5〕〔6〕合成塔一次入口〔7〕〔8〕〔9〕合成塔二次出口％m3/tNH3m3/hKmol/h％m3/tNH3m3/hKmol/hNH32.5284.1155380.854240.21716.51649.81931245.9221394.907CH411.1361265.56323968.4981070.02212.6571264.86223955.2211069.430Ar3.864439.1298316.664371.2804.392439.1528317.100371.300H261.8757013.852133176.2455945.36849.8384838.25594377.8664213.298N220.6252343.95144392.0881981.79016.6121661.01831458.0201404.376∑100.0011364.61215234.349608.676100.009998.906189369.288453.986(10)水冷器出口气体(10)水冷器出口液体％m3/tNH3m3/hKmol/h％m3/tNH3m3/hKmol/hNH313.7411329.4132450.953109.41898.856320.4066068.169270.900CH413.0641263.91523937.2861068.6292.9220.94717.9350.8Ar4.537438.9458313.379371.1240.0640.2073.9200.175H251.4944981.93794352.9054212.1830.4071.31824.9621.114N217.1631660.48531447.9251403.9250.1640.53310.0940.451∑100.009674.972183230.888179.950100.00324.1146138.395274.035〔11〕氨别离器出口〔12〕放空气％m3/tNH3m3/hKmol/h％m3/tNH3m3/hKmol/hNH313.7411329.4132450.953109.41883.74127.685524.32623.407CH413.0641263.91523937.2861068.62913.06426.32498.47422.253Ar4.537438.9458313.379371.1244.5379.14173.1027.728H251.4944981.93794352.9054212.18351.494103.7481964.88387.718N217.1631660.48531447.9251403.92517.16334.579654.89229.236∑100.0009674.972183230.8868179.950100.000201.4753815.735170.345〔13〕冷交换器热气进口〔14〕氨别离器出口液氨％m3/tNH3m3/hKmol/h％m3/tNH3m3/hKmol/hNH313.7411301.72824653.4271100.60098.856320.4066068.169270.900CH413.06412125.65823212.7371036.2832.9220.94717.9350.8续表4-14％m3/tNH3m3/hKmol/h％m3/tNH3m3/hKmol/hAr4.537425.6368061.120359.8710.0640.2073.9200.175H251.4944890.31692617.6594134.7190.4071.31824.9621.114N217.1631629.97930870.1721378.1330.1640.53310.0940.451∑100.0009473.317179415.1518009.605100.000324.1146138.395274.035〔15〕冷交换器出口液体〔16〕冷交换器热气出口气体％m3/tNH3m3/hKmol/h％m3/tNH3m3/hKmol/hNH399.111015.96519241.361858.9899.225830.43715727.646702.127CH40.1491.52728.9201.29113.6151225.65823212.7371036.283Ar0.0530.54310.2840.4594.728425.6368061.120359.871H20.4644.75690.0744.02154.3254890.31692617.6954134.719N20.2242.29643.4841.94118.1071629.92930869.0361378.082∑100.000179415.15119414.142866.703100.0009002.026170489.3707611.133〔16〕冷交换器热气出口液体〔17〕氨冷器Ⅰ进口气体％m3/tNH3m3/hKmol/h％m3/tNH3m3/hKmol/hNH3100471.2918925.780398.4726.967830.43715727.646702.127CH4————10.5221254.25223754.2791060.459Ar————3.654435.5578249.014368.260H2————58.8377013.307132825.025929.688N2————20.0202386.27345193.6242023.573∑100.00471.2918925.780398.472100.0011919.826225749.58510078.106〔17〕氨冷器Ⅰ进口液体〔21〕氨冷器Ⅱ进口气体％m3/tNH3m3/hKmol/h％m3/tNH3m3/hKmol/hNH3100471.2918925.780398.4724.646540.27510232.268456.798CH4————10.7851254.25223754.2791060.459Ar————3.745435.5578249.014368.260H2————60.3057013.307132825.0215929.688N2————20.5192386.27345193.6242023.573∑100.00471.2918925.780398.472100.0011629.66220254.209832.777〔21〕氨冷器Ⅱ进口液体〔18〕液氨贮槽出口液体％m3/tNH3m3/hKmol/h％m3/tNH3m3/hKmol/hNH3100761.45314421.158643.80299.891314.77924900.6001111.634CH4————0.0520.68713.0110.581Ar————0.0040.0581.0980.049H2————0.0380.4969.3940.419N2————0.0160.2063.9010.174∑100761.45314421.158643.802100.001316.22824928.0421112.860〔19〕弛放气〔20〕液氨贮槽进口液体％m3/tNH3m3/hKmol/h％m3/tNH3m3/hKmol/hNH361.78520.373385.84417.22598.9591335.15225286.4441128.859CH48.1492.68750.8902.2720.253.37463.9002.853Ar2.1600.71213.4850.6020.0570.7714.5830.651续表4-14％m3/tNH3m3/hKmol/h％m3/tNH3m3/hKmol/hH219.2096.334119.9605.3550.5066.83129.3535.775N28.6982.86854.3172.4250.2283.07458.2182.600∑100.00032.974624.49427.880100.0001349.20425552.5371140.738〔1〕补充新鲜气〔2〕